廣州大學化學化工學院化工原理課程設計

1、化工原理課程設計任務書 題目：乙醇水連續(xù)精餾塔的設計 班級：化工131 專業(yè)：化學工程與工藝 姓名： 學號： 指導老師：毛桃嫣 設計時間：2016.1設計任務書一、設計任務：試設計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離乙醇水混合物。具體工藝參數(shù)如下：1、生產(chǎn)能力：原料處理量 45000噸/年 乙醇產(chǎn)品。 2、原料液中含乙醇 30 %（質量），其余為水。3、產(chǎn)品要求：餾出液中的乙醇含量為 93 %（質量）。 釜液中的乙醇含量不高于 1 %（質量）。 設備的年運行時間平均為300天(7200小時）。二、設計條件：1、加熱方式：直接蒸汽加熱，蒸汽壓力為 1.02.0kg/cm2。2、操作壓力：常壓。3、進料狀況：

2、冷夜進料 。4、冷卻水進口溫度： 30 ，出口溫度 50 。5、塔板形式：浮閥塔板。三、應完成的工作量：1、確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝置。2、精餾塔的工藝設計，塔的結構尺寸設計。3、輔助裝置的設計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量。4、編寫設計說明書一份。5、繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。指導老師： 毛桃嫣 2016年1月 日目錄課程設計任務書 2緒論 5第一章 設計方案的確定 71.1設計方案原則71.2 設計步驟 71.3設計方案的內(nèi)容81.4操作壓力81.5加熱方式81.6進料狀態(tài)91.7回流

3、比 91.8熱能利用 101.9工藝流程示意圖 10第二章 精餾塔全塔物料衡算 122.1 設計任務和條件 122.2 工藝計算 122.2.1 精餾塔的物料衡算 122.2.2 塔板數(shù)的確定 132.3熱量衡算 19第三章精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 213.1操作壓力的計算 213.2操作溫度的計算 213.3平均摩爾質量計算 213.4平均密度計算 223.5液體平均張力計算 243.6液體平均粘度計算 25第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 26第五章 溢流裝置的計算 295.1 溢流堰295.2受液盤305.3 弓形降液管的寬度和橫截面積315.4降液管底隙高度h0 325.5

4、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列33第六章 塔板的流體力學計算386.1 氣體通過浮閥塔板的壓降386.2 液泛406.3 霧沫夾帶426.4 漏液校核456.5 塔的負荷性能圖46第七章 精餾塔的結構設計 537.1筒體與封頭 537.2 裙座 567.3人孔 577.4吊柱 587.5除沫器 597.6操作平臺與梯子 617.7接管 617.8法蘭的選擇 647.9塔總體高度的設計 657.10冷凝器1 677.11冷凝器2 68第8章 設計結果匯總69參考文獻 72結束語 73緒論 精餾過程的基礎是傳質，即在能量劑的驅動下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮

5、發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的。該過程是同時進行傳質。傳熱的過程。 在本設計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛應用于精餾、吸收以及脫吸等傳質過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔經(jīng)，大者可達10m,塔高可達80m，板數(shù)有的多達數(shù)百塊。 浮閥

6、塔之所以這樣廣泛的被采用，是因為它具有下列特點：（1） 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20-40，而接近于篩板塔（2） 操作彈性大，一般約為5-9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多（3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右（4） 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為（5） 液面梯度?。?） 使用周期長。黏度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作（7） 結構簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的，為篩板塔的 本次設計中，我們進行的是乙醇-水二元混合物系的精餾分離，我們采用該的精餾裝置有精餾塔，冷凝器等設備，熱量從塔釜輸入，物料在塔內(nèi)進行精餾分離，余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質帶走，為了

7、減少熱量，能量的損失，我們在進料前設置了節(jié)能器，把塔底熱產(chǎn)品先與進料進行熱交換，然后再冷卻，最后完成傳熱傳質 輔助設備主要進行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型同時考慮各處費用的節(jié)省等。第1章 設計方案的確定1.1 確定設計方案原則總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產(chǎn)達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點：(1) 滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表

8、來觀測和控制生產(chǎn)過程。(2) 滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。(3) 保證生產(chǎn)安全 生產(chǎn)中應防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。1.2 設計步驟板式精餾塔的設計大體按以下步

9、驟進行：(1) 確定設計方案；(2) 平衡級計算和理論塔板的確定；(3) 塔板的選擇；(4) 實際板數(shù)的確定；(5) 塔體流體力學計算；(6) 管路及附屬設備的計算與選型；(7) 撰寫設計說明書和繪圖。1.3 設計方案的內(nèi)容設計方案包括精餾流程、設備的結構類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設備的形式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調(diào)節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。限于篇幅，僅對其中一些內(nèi)容作些闡述，其他內(nèi)容可見參考文獻。1.4 操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據(jù)所處理的物料性質，兼顧技術上

10、的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則：(1) 壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa 才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式。(2) 考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設備費用的增加，可以使用加壓操作。(3) 真空操作不僅需要增加真空設備的

11、投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設備費用增加。本設計是分離乙醇和正丙醇的混合物，由于兩者都是液體，因此操作壓力可以確定為常壓，即是常壓精餾。1.5 加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設備費用和操作費用。但由于直接蒸汽加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求。間接加熱方式的優(yōu)點是可以提供足夠的熱量，而且不會稀釋釜內(nèi)溶液的濃度。本次設計采用直接加熱。1.6

12、進料狀態(tài)進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q 值來表示。進料為過冷液體：q1；飽和液體（泡點）：q1；氣、液混合物：0q1；飽和蒸氣（露點）：q0；過熱蒸氣：q0。q 值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D 和進料量F 的比值D/F 有關；對于低溫精餾，不論D/F 值如何，采用較高的q 值為經(jīng)濟；對于高溫精餾，當D/F 值大時宜采用較小的q 值，當D/F 值小時宜采用q 值較大的氣液混合物。如果實際操作條件與上述要求不符，是否應對進料進行加熱或冷卻可依據(jù)下列原則定性判斷：(1) 進料預熱的熱源溫度低于再沸器的熱源溫度，可節(jié)省高溫熱源時，對進料預熱有利，但

13、會增加提餾段的塔板數(shù)；(2) 當塔頂冷凝器采用冷凍劑進行冷卻，又有比較低的冷量可利用時，對進料預冷有利。冷液進料時的操作比較容易控制，且不用加熱原料液；此外，冷液進料時所需塔板會相對其他進料方式所需的少，設計和制造時比較方便。本次設計以冷液進料方式進料。1.7 回流比影響精餾操作費用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量 V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D 一定時，V 的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比

14、應通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設計，要進行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3 種方法之一來確定回流比。(1) 根據(jù)本設計的具體情況，參考生產(chǎn)上較可靠的回流比的經(jīng)驗數(shù)據(jù)選定；(2) 先求出最小回流比Rmin，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.12 倍，即R（1.12）Rmin；(上述考慮的是一般原則，實際回流比還應視具體情況選定。1.8熱能利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣

15、冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。1.9 工藝流程示意圖(1)精餾流程總圖圖1-1精餾流程總圖全凝器冷液進料(2)原料液的物流走向圖全沸器注：1、F為進料液物流；2、D為塔頂溜出液物流；3、W為塔底釜液物流。圖1-2精餾工藝流程圖(3)全凝器內(nèi)物流的走向圖塔頂蒸汽冷卻水塔頂冷凝液冷卻水注：全凝器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程。圖1-3全凝器物流流程圖第2章 精餾塔的工藝計算2.1 設計任務和條件一、設計任務：試

16、設計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離乙醇水混合物。具體工藝參數(shù)如下：1、生產(chǎn)能力：原料處理量 45000噸/年 乙醇產(chǎn)品。 2、原料液中含乙醇 30 %（質量），其余為水。3、產(chǎn)品要求：餾出液中的乙醇含量為 93 %（質量）。 釜液中的乙醇含量不高于 1 %（質量）。 設備的年運行時間平均為300天(7200小時）。二、設計條件：1、加熱方式：直接蒸汽加熱，蒸汽壓力為 1.02.0kg/cm2。2、操作壓力：常壓。3、進料狀況： 冷夜進料 。4、冷卻水進口溫度： 30 ，出口溫度 50 。5、塔板形式：浮閥塔板。2.2 工藝計算2.1.1 精餾塔的物料衡算 a.原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)乙醇的摩爾質

17、量水的摩爾質量 b.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 c.物料衡算 原料處理量 . 總物料衡算. 解得 式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量表2-1 物料衡算表含乙醇的摩爾分數(shù)塔頂xD0.839原料xF0.144塔底xW0.004平均摩爾流量(kg/mol）塔頂MD41.492原料MF22.032塔底Mw18.112流量(kmol/h）塔頂產(chǎn)品D47.56原料F283.68塔底產(chǎn)品W236.122.2 塔板數(shù)的確定2.2.1理論塔板數(shù)NT的求取 對于乙醇水溶液的物系，可用圖解法求理論塔板數(shù)。（1） 由手冊查得常壓下乙醇水溶液氣液相平衡數(shù)據(jù)(見下表2-2)，繪出x-y圖(圖2

18、-1）常壓下乙醇水溶液的氣液平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的摩爾分數(shù)汽相中乙醇的摩爾分數(shù)液相中乙醇的摩爾分數(shù)汽相中乙醇的摩爾分數(shù)0.00.0000.450.6350.010.1100.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.3400.650.7250.080.3920.700.7550.100.4300.750.7850.140.4820.800.8200.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.001.0000.400.61

19、4 （2） 采用作圖法求最小回流比。a.如圖所示，最小回流比時，精餾段操作線方程在Y軸上的截距為0.327，即，求得最小回流比為 因為是冷液體進料，指定原料液溫度為30，由平衡數(shù)據(jù)使用插值法可得原料液的泡點溫度是82.25。由附表2查得乙醇的汽化熱為833.04.1kJ/,水的汽化熱是 2302.48kJ/。故原料液的汽化熱是 進料溫度為25，查的泡點溫度是82.27，故平均溫度為 由附錄查得56.135時，乙醇的比熱容為2.71kJ/kgK,水的比熱容為4.181kJ/kgK，故原料液的平均比熱容為 則進料熱狀況為 則q線方程為附表2-3乙醇、水有關計算參數(shù)表乙醇水溫度汽化熱熱容汽化熱熱容k

20、J/kgkJ/kg.KkJ/kgkJ/kg.K0985.292.232500.84.21210969.662.32477.34.19120953.212.382453.44.18330936.032.4624304.17440918.122.552406.14.17450899.312.652382.34.17460879.772.7623584.17870859.322.882333.34.18780838.053.012308.24.19590815.793.142282.64.208100792.523.292256.74.220b. 實際回流比 在實際操作中，常取最小回流比的（1.12

21、.0）倍作為實際回流比，在本設計系統(tǒng)中，當回流比最小時，塔板數(shù)為無窮大，故設備費為無窮大。當R稍大于時，塔板數(shù)便從無窮多銳減到某一值，塔的設備費隨之銳減。當R繼續(xù)增加時，塔板數(shù)固然仍隨之減少，但已較緩慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量隨之增加，從而使塔徑、蒸餾釜、冷凝器等尺寸相應增大，故R增加到某一數(shù)值以后，設備費又回升。精餾過程的操作費用主要包括再沸器加熱介質和冷凝器冷卻介質的費用。當回流比增加時，加熱介質和冷卻介質消耗量隨之增加，使操作費用相應增加?？傎M用是設備費用與操作費用之和，在設計時，當總費用最小時的R即為適宜的回流比。所以在本次設計中，回流比確定為（3）求精餾塔的氣、液相負荷

22、由于進料方式為冷液進料進料，故： （4）精餾段操作線方程為（5）提餾段操作線方程為（6） 圖解法求理論板層數(shù) 采用如圖解法求理論板層數(shù)，如附圖2-5 圖解法求理論板層數(shù)圖解求得：總理論板層數(shù)，其中NT，精=13，NT，提=3自塔頂往下的第14塊板為加料板2.2.2實際塔板數(shù)的求?。?）操作溫度的計算塔底組成 塔頂組成 根據(jù)表2-1乙醇水汽液平衡數(shù)據(jù)可得：塔底溫度 塔頂溫度 平均溫度 （2） 粘度的計算 表2-5粘度與溫度的關系 溫度405060708090100水的黏度/mPa.s0.6560.54940.46880.40610.35650.31650.2838乙醇黏度/mPa.s0.820.

23、690.580.5050.440.380.34在時，查得，則（3） 相對揮發(fā)度的計算 表2-6相對揮發(fā)度與溫度的關系溫度/20406080100乙醇/kPa5.8717.8946.8108.2223.6水/kPa2.33467.376619.92347.379101.33，乙醇的飽和蒸汽壓為218.5KPa ；水的飽和蒸汽壓為98.83KPa，乙醇即A組分的飽和蒸汽壓為98.02KPa ；水即B組分的飽和蒸汽壓為44.78KPa，根據(jù)相對揮發(fā)度的公式塔頂相對揮發(fā)度 塔底相對揮發(fā)度 全塔平均相對揮發(fā)度為 故根據(jù)知Oconnell公式2得全塔效率: 注：由于Oconnell公式適用于較老式的工業(yè)塔

24、及試驗塔的總效率關聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當提高。因此本設計總效率設為ET =54% （4）實際塔板數(shù)NP的確定精餾段實際板層數(shù) N精=13/0.54=24.0725， 提餾段實際板層數(shù) N提=3/0.54=5.566總實際板數(shù) NP=N精+N提=25+6=31實際進料板為第26塊板。2.3熱量衡算全冷凝器熱負荷和冷卻水消耗量因塔頂溜出液幾乎為純乙醇，故其焓可按純乙醇進行計算，即：冷凝器的熱負荷 設冷卻水進、出冷凝器溫度為30和50冷卻水消耗量為：常壓下乙醇水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)溫度t/液相中乙醇的摩爾分數(shù)x氣相中的乙醇的摩爾分數(shù)y86.011.045.485.711.546

25、.185.412.146.985.212.647.585.013.248.184.813.848.784.714.449.384.515.049.883.320.053.182.425.055.581.630.657.781.235.159.680.840.061.479.845.463.4第3章 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算3.1 操作壓力塔頂操作壓力 (常壓)每層塔板壓降 進料板壓力 塔底壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 3.2 操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，根據(jù)乙醇-水溫度組成（t-x-y）查得下列溫度 進料板溫度：=82.25 塔頂溫度： 塔釜溫度： 精餾段平均溫度： 提餾段

26、平均溫度： 全塔平均溫度： 3.3 平均摩爾質量計算塔頂?shù)囊合嘟M成 塔頂?shù)臍庀嘟M成 則 進料板液相組成 進料板氣相組成 則 塔底液相組成塔底氣相組成精餾段的平均摩爾質量 提餾段的平均摩爾質量 3.4 平均密度計算一、 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 二、 液相平均密度計算表3-1密度與溫度的關系溫度/707580859095100乙醇/748.84739.87735.87731.87728.87723.87716.87水977.8974.8971.8969.4965.3961.8958.4液相平均密度計算依下式計算，即： 塔頂液相平均密度的計算：由，查得：

27、 得出進料板液相平均密度：由=82.25，查得： 得出釜底液相的平均密度：由，查得： 塔底 精餾段的平均密度為：提餾段的平均密度為：3.5 液體平均表面張力的計算表3-2表面張力與溫度的關系溫度/707580859095100乙醇/18.217.917.417.016.416.115.7水/64.363.462.661.160.759.758.8液相平均表面張力依下式計算，即：塔頂液相平均表面張力的計算：由，查得： 塔頂 塔底液相平均表面張力的計算：由，查得： 塔底 進料板液相平均表面張力：由=82.25，查得： 進料板 精餾段平均表面張力為：提餾段平均表面張力為：3.6 液體平均黏度計算表3

28、-3粘度與溫度的關系溫度/707580859095100乙醇/0.5100.4800.4260.4100.3700.3450.325水/0.4060.3720.3560.3380.3160.3020.284液相平均黏度依下式計算，即：塔頂液相平均黏度的計算：由，查得： 塔頂 塔底液相平均黏度的計算：由，查得： 塔底 進料板液相平均黏度的計算：由=82.25，查得： 精餾段液相平均黏度為：提餾段液相平均黏度為：第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 塔徑計算可依據(jù)流量公式： 式中 塔徑，m 氣體體積流量，m3/s 空塔氣速，m/s。表觀空塔氣相速度（按全塔截面計）按下式進行計算： 安全系數(shù)（0.60.

29、8）。安全系數(shù)的選取與分離物系的發(fā)泡程度密切相關。對于不發(fā)泡的物系，可取較高的安全系數(shù)，對于直徑較小及減壓操作的以及嚴重起泡的物系，應取較低的安全系數(shù)。本設計中取安全系數(shù)為0.6和0.8。其中， 其中（為液相密度，為氣相密度，kg/m3 C為負荷因子，為極限空塔氣速，m/s）。C值可由Smith關聯(lián)圖查得：在關聯(lián)圖中，橫坐標為；參數(shù)反映了液滴沉降空間高度對負荷因子的影響（為板間距，為板上液層高度） 圖4-1-Smith關聯(lián)圖設計中，板上液層高度由設計者選定，對常壓塔一般取為0.050.08m，對減壓塔一般取為0.0250.03m。本設計取0.07m。本設計根據(jù)標準，HT取0.45m，取0.07

30、m。表4-1 板間距的確定8塔徑D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板間距，mm200300300350350450450600500800800（1）精餾段精餾段的氣、液相體積流率為： =0.45-0.07=0.38m查圖得：=0.0820對作修正：則 取安全系數(shù)為0.7，則空氣空速為：經(jīng)過圓整，=1200mm 由表4-1可知，當塔徑為1.2m時板間距可取0.45m,符合假設。塔截面積 實際的空塔氣速 （2）提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：=0.45-0.07=0.38m查圖得：=0.075對作修正：則 取安全系數(shù)為0.7，則空氣空速為經(jīng)過圓整，=120

31、0mm由表1-6可知，當塔徑為1.2m時，板間距可取0.45m,符合假設。塔截面積 實際的空塔氣速 第五章 溢流裝置的計算溢流裝置包括降液管、溢流堰、受液盤等幾個部分，它們都是液體的通道，其結構和尺寸對塔的性能有著非常重要的影響，因此它的設計就顯得極為重要。5.1 溢流堰溢流堰（外堰）又稱出口堰，它設置在塔板上的液體出口處，為了保證塔板上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度稱為堰高，以表示。弓形降液管的弦長稱為堰長，以表示。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進入處液體水平?jīng)_擊，常在液體的進入口處設置內(nèi)堰，當降液管為圓形時，應有內(nèi)堰，

32、當采用弓形降液管時可不必設置內(nèi)堰。堰長根據(jù)液體負荷和溢流型式而定。對單溢流，一般取為（0.60.8）D,其中D為塔徑。板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即： =+式中板上液層高度，m堰高，m堰上液層高度，m。堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。溢流堰的高度直接影響塔板上的液層厚度。過小，液層過低使相際傳質面積過小不利于傳質；但過大，液層過高將使液體夾帶量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根據(jù)經(jīng)驗，對常壓和加壓塔，一般采取=5080mm。對減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取為25mm左右。堰長的大小對溢流堰上方的液頭高度有影響，從而對塔板上液層高度也有明顯影響。對于塔徑大于800m

33、m的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤結構，但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時比較適宜用平直堰結構。 因此，在本設計中選擇了平直堰結構。其堰上方液頭高度可由用弗蘭西斯（Francis）式計算： （m） （1.8）式中，為液體流量，m3/h；為堰長，m；E為液流收縮系數(shù)。E體現(xiàn)塔壁對液流收縮的影響，若不是過大，一般可近似取E=1，所引起的誤差不大。取堰長=0.7D=0.71.2=0.84m對于精餾段，近似取E=1，取板上清液層高度對于提餾段，近似取E=1，取板上清液層高度5.2受液盤塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤。它有平形和凹形兩種形式，前者結構簡單，最為常用。為使液體

34、更均勻地橫過塔板流動，也可考慮在其外側加設進口堰。凹形受液盤易形成良好的液封，也可改變液體流向，起到緩沖和均勻分布液體的作用，但結構稍復雜，多用于直徑較大的塔，特別是液體流率較小的場合，它不適用于易聚合或含有固體雜質的物系，容易造成死角而堵塞。對于600mm以上的塔，多采用凹形受液盤，其深度一般在50mm以上。本課程設計中，選取凹形受液盤。5.3 弓形降液管的寬度和橫截面積 弓形降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰長與塔徑之比查圖來求算。實際上，在塔徑D和板間距一定的條件下，確定了溢流堰長，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面積應保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分

35、離。為此液體在降液管內(nèi)的停留時間不應小于35s，對于高壓下操作的塔及易起泡沫的系統(tǒng)，停留時間應更長些。因此，在求得降液管截面積之后，應按下式驗算降液管內(nèi)液體的停留時間，即： 圖5-1根據(jù)單溢流型的塔板結構參數(shù)系列化標準當時,查得：,則降液管寬度， 降液管的橫截面積 ；驗算降液管內(nèi)液體停留時間：精餾段：提餾段：停留時間5，故降液管可用。5.4降液管底隙高度h0降液管下端與受液盤之間的距離稱為底隙，以表示。降液管中的液體是經(jīng)底隙和堰長構成的長方形截面流至下塊塔板的，為減小液體阻力和考慮到固體雜質可能在底隙處沉積，所以不可過小。但若過大，氣體又可能通過底隙竄入降液管，故一般底隙應小于溢流堰高，以保證

36、形成一定的液封，一般不應低于6mm，即。按下式計算： （1.9）式中，液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm。為簡便起見，有時運用式子= -0.006 來確定對于精餾段，取，降液管底隙高度，因為，且，所以滿足要求。對于提餾段，取，降液管底隙高度 ，因為，且，所以滿足要求。5.5塔板布置及浮閥數(shù)目與排列8由于結構簡單，制作方便，節(jié)省材料，本次設計采用浮閥式塔板。根據(jù)機械部標準JB1118-68,選用F1型33g重閥，孔徑=39mm。一、塔盤及其布置塔板有整塊式和分塊式兩種，整塊式即塔板為一個整體，多用于直徑小于0.80.9m的塔。當塔徑較大時

37、,整塊式的剛性差,安裝檢修不方便,為便于通過人孔裝拆塔板,故多采用由幾塊板并裝而成的分塊式塔板?？克诘膬蓧K為弓形板，其余為矩形板，相鄰兩板間距可取0.1m。在本次設計中，初選的塔徑為1.2m，故選用分塊式塔板，并且當塔徑為1.2m時，塔盤分塊數(shù)可取為三塊。單流型塔板的面積通常可以分為以下幾個區(qū)域：（a）受液區(qū)和降液區(qū) 即受液盤和降液管所占的區(qū)域，一般這兩個區(qū)域的面積相等，均可按降液管截面積計算。（b）入口安定區(qū)和出口安定區(qū) 為防止氣體竄入上一塔板的降液管或因降液管流出的液體沖擊而漏夜過多，在液體入口處塔板上寬度為的狹長帶是不開孔的，稱為入口安定區(qū)。為減輕氣泡夾帶，在靠近溢流堰處塔板上寬度為的

38、狹長帶也是不開孔的，稱為出口安定區(qū)。通常取和相等，且一般為50100mm。（c）邊緣區(qū) 在塔壁邊緣需留出寬度為的環(huán)行區(qū)域供固定塔板之用。一般取為5075mm左右。對于2.5m以下的塔徑，可取為50mm，大于2.5m的塔徑則為60mm，或更大些。在本課程設計中，取邊緣區(qū)寬度為0.05m，安定區(qū)寬度可取為0.07m二、浮閥數(shù)及其排列浮閥的形式有很多，如F1型，V-4型，十字架型，A型，V-O型，目前應用最廣泛的是F1型和V-4型，國內(nèi)確定為部頒標準。F1型又分為重閥（代號為Z）和輕閥（代號為Q）兩種，分別由不同厚度薄板沖壓制成，前者重約為33g，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也稍差，適用于處理

39、量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過閥孔的阻力，主要用于減壓塔。兩種形式浮閥孔的直徑均為39mm。所以，在本課程設計中，采用F1型的重閥，重為33g,型號為F1Z-3C。 當氣相體積流量V已知時，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N，即閥孔數(shù)，就取決于閥孔的氣速，并可按下式求得 （1.10）閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動能因子來確定。反映密度為的氣體以速度通過閥孔時的動能的大小。綜合考慮了對塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗可取=912。即閥孔剛全開時比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為

40、求得浮閥個數(shù)后，應在草圖上進行試排列。閥孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150（mm）等幾種，它又分順排和叉排兩種，通常認為錯排時的接觸情況較好，采用較多。對于大塔，當采用分塊式結構時，不便于錯排，但本課程設計的塔徑為1.2m，相對較小，所以選用錯排。選用閥孔也可按等腰三角形排列，此時多固定底邊尺寸B，例如B為70、75、80、90、100、110（mm）等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍較大，可采用排輕浮閥一排重浮閥相間排列，以提高塔的操作彈性。對于整塊式塔板，多采用正三角形錯排，孔心距t為75125mm。對于分塊式塔板，宜采用等腰三角形錯排，此時常把同一橫排的閥孔中心距

41、，定為75mm，而相鄰兩排間的閥孔中心距可取為65mm，80mm，100mm等幾種尺寸。故在本次課程設計中，采用等腰三角形叉排。經(jīng)排列后的實際浮閥個數(shù)N和前面所求得的值可能稍有不同，應按實際浮閥個數(shù)N重新計算實際的閥孔氣速和實際的閥孔動能因子。浮閥塔板的開孔率是指閥孔總截面積與塔的截面積之比，即 目前工業(yè)生產(chǎn)中，開孔率一般在415之間。 精餾段：取浮閥動能因子=10,則孔速每層塔板上的浮閥數(shù)目N為：鼓泡區(qū)為氣液接觸有效區(qū)，其面積（單流型）按下式計算： 式中，；，取邊緣區(qū)寬度為0.05m，安定區(qū)寬度可取為0.07m，則；。浮閥排列采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距，則可按下式估算間距，即由

42、于塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距應比計算的要小一些，故取為：。按, ，用AutoCAD畫圖，得閥數(shù)132個。 圖5-2 精餾段閥孔分布圖按個重新核算孔速及閥孔功能因數(shù) -在812之間開孔率-在415之間對于提餾段：取浮閥動能因子=12,則每層塔板上的浮閥數(shù)目N為：式中，；，取邊緣區(qū)寬度為0.05m，安定區(qū)寬度可取為0.07m，；開孔區(qū)面積：浮閥排列采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距，則排間距 由于塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距應比計算的要小一些，故取為：。按, ，用Auto

43、CAD畫圖，得閥數(shù)105個圖5-3 提餾段閥孔分布圖按個重新核算孔速及閥孔功能因數(shù) 在812之間 在415之間第六章 塔板的流體力學計算6.1 氣體通過浮閥塔板的壓降氣體通過每層浮閥塔板的壓降應為：其中為氣體通過一層浮閥塔板的壓強降，Pa；為氣體通過干板阻力所產(chǎn)生的壓強降，Pa；為氣體克服板上充氣液層的靜壓強所產(chǎn)生的壓強降，Pa；為氣體克服液體表面張力所產(chǎn)生的壓強，Pa。習慣上，常把這些壓強降折合成塔內(nèi)液體的液柱高度表示，故上式又可寫成 式中，是與相當?shù)囊褐叨龋?，m是與相當?shù)囊褐叨龋?=，m是與相當?shù)囊褐叨龋?=，m是與相當?shù)囊褐叨龋?，m一、精餾段(1) 干板阻力 氣體通過浮閥塔板

44、的干板阻力，在浮閥全部開啟前后有著不同的規(guī)律。板上所有浮閥剛好全部開啟時，氣體通過閥孔的速度稱為臨界速度，以表示。 閥全開前（） =19.9-（a）閥全開后（） =5.34-（b）式中 閥孔氣速，m/s； 液體密度，kg/ 氣體密度，kg/計算時，可先將上二式聯(lián)立而解出臨界孔速，即令： 19.9 =5.34將g=9.81m/代入,解得： = 所以所以8.513m/s所以選用式(a)， (2) 板上充氣液層阻力 一般用下面的經(jīng)驗公式計算= 式中，板上液層高度，m； 反映板上液層充氣程度的因數(shù)，稱為充氣因數(shù)，無量綱，液相為水時，=0.5;為油時，=0.20.35;為碳氫化合物時，=0.40.5。本設備分離乙醇和水的混合液，即液相為水，可取充氣系數(shù)。則 (3) 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計。因此則，單板壓降 二、提餾段(1) 干板阻力 所以所以10.33m/s所以選用式(b)， (2) 板上充氣液層阻力取0.5， (3) 液面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽